4.752万吨苯-甲苯连续精馏装置工艺设计说明书

目录1.前言………………………………………………………………………12.精馏塔设计任务书………………………………………………………23.设计说明书………………………………………………………………33.1设计题目……………………………………………………………33.2设计条件……………………………………………………………33.3精馏塔的物料衡算…………………………………………………33.4塔板数的确定………………………………………………………43.5实际板层数计算……………………………………………………53.6精馏塔尺寸的确定…………………………………………………73.7精馏塔的热量衡算…………………………………………………144.塔板设计…………………………………………………………………174.1溢流装置的计算……………………………………………………174.2塔板流体力学的计算………………………………………………194.3塔板负荷性能图……………………………………………………215.设计计算结果总表………………………………………………………256.课程设计评价……………………………………………………………277.课程设计心得……………………………………………………………288.参考文献…………………………………………………………………291前言苯在工业、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求苯有不同的纯度，有时要求纯度很高，这时是很有困难的，因为苯是一种很好的有机溶剂，能用来溶解很多物质，所以，想要得到高纯度的苯必须通过一定的方法。要想把低纯度的苯-甲苯溶液提升到高纯度，最简单的方法就是用连续精馏的方法，因为苯和甲苯的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。通过对苯-甲苯连续精馏塔的设计,增加对化工生产过程的了解以及对化工原理这门课程的认识.2精馏塔设计任务书一，设计题目题目：乙醇＿水连续精馏塔浮阀塔的高计工艺参数：原料含乙醇25%+0.5学号(质量分数,下同)塔顶产品乙醇含量:87%塔底釜液含乙醇:5%塔的生产能力:质量流量=(1000+100*学号)Kg/h，基本条件:顶压强4kPa(表压),单板压降不大于0.7kPa.料液以78℃进入塔内.塔顶采用泡点回流.塔顶冷凝器进出口温度为25～３5℃,塔底再沸器采用0.4MPa的低压蒸汽加热，全塔效率=60%。二.设计内容(1)设计方案的确定以及流程说明(2)塔的工艺计算,物料衡算,理论板数,实际板数(3)塔高,塔径,塔板的确定.(4)塔板的流体力学计算,塔板的负荷性能图(5)辅助设备选型的计算,估算塔顶冷凝水的用量,塔顶再沸器水蒸汽用量,(6)绘制塔板布置图,装置工艺流程图,塔设备安装图.装置布置图.(7)设计结果一览表(8)对本设计的评述和有关问题的分析讨论三.设计要求1.设计完成后,必须提交设计结果.其中设计成果包括设计说明书一份.2.设计说明书包括,封面,目录,设计任务书,设计计算书,设计结果汇总表,塔板布置图,装置工艺流程图,塔设备安装图.装置布置图,参考文献以及自评表,3.设计计算书包括:设计内容3设计说明书一．设计题目4.752万吨苯-甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二．设计条件如下:１．操作压力：101.3kPa(绝压)２．进料：10%苯３．产品：99%苯４．釜液：2%苯５．原料处理量：6600Kg/h６．单板压降：:0.7kPa7．全塔效率:通过计算获得８．回流比：自选９．操作条件：①间接蒸汽加热；②塔顶压强：101.3kPa(绝压)③进料热状况：泡点进料全塔效率:通过计算获得三．精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量kmolkgMa/11.78甲苯的摩尔质量kmolkgMb/13.92１．分别对塔顶,进料,塔底进行物料衡算如下：992.013.92/01.011.78/99..011.78/99.0Dx116.013.92/9.011.78/1.011.78/1.0Fx024.013.92/98.011.78/02.011.78/02.0Wx２．原料液以及塔顶,塔底产品的平均摩尔质量kmolkgxMxMMDBDAD/22.78992.0113.92992.011.78)1(kmolkgxMxMMFBFAF/50.90116.0113.92116.011.78)1(4kmolkgxMxMMWBWAW/79.91024.0113.92024.011.78)1(３．精馏塔各部分流量计算：原料处理量6600kg/h换算成以摩尔流量为kmolkgF/931.7250.906600总物料衡算93.72FWD乙醇物料衡算FWD116.0024.0992.0联立解得kmolD93.6kmolW00.66四．塔板数的确定采用作图法可求得q线方程与平衡线的交点坐标为：116.0qx245.0qy用图解法求得79.5116.0245.0245.0992.0minqqqDxyyxR分别取1.2minR6.951.5minR8.681.8minR10.42取当R1.071示范计算精馏塔的气,液相负荷16.4893.692.6RDLhkmol/09.5593.695.7)1(DRVhkmol/09.12193.7216.48FLLhkmol/09.55VVhkmol/RLVLV6.9548.1655.09121.0955.0958.6860.1567.08133.0867.0810.4272.2179.14145.1479.14操作线方程1.精馏段操作线方程125.0874.0992.009.5593.609.5516.48xxxVDxVLyD2.提馏段操作线方程029.0198.2024.009.5500.6609.5509.121xxxVWxVLyWR精馏操作线提馏操作线6.95125.0874.0xy029.0198.2xy8.68102.0897.0xy024.098.1xy10.42087.0912.0xy020.0834.1xy五．实际板层数计算采用逐板计算：首先，精馏段的逐板计算：992.01Dxy①xxy46.1146.2②125.0874.0xy③联立上面3式，解得：992.01y980.01x；982.02y957.02x921.03y909.03x；919.04y822.04x843.05y686.05x；725.06y517.06x577.07y357.07x；437.08y240.08x335.09y170.09x；274.010y133.010x241.011y114.011x6因为116.011qxx，故进入提留段逐板计算：xxy46.1146.2①029.0198.2xy②联立上面2式，解得：222.012y104.012x；199.013y092.013x173.014y078.014x；142.015y063.015x109.016y047.016x；074.017y031.017x039.018y016.018x（024.018Wxx）综上计算，共需要理论塔板18块，包括再沸器。1.）根据作图知不同的回流比下的总理论板数和进料板位置如下表(不包括再沸器)R总理论板数进料板位置6.9518118.68151010.4214102．）全塔效率的计算塔顶温度:80.1℃塔底温度:109.5℃平均温度:94.8℃平均温度下的液体粘度28.06.0292.04.0265.0BBAALxx所以全塔效率54.0)28.046.2(49.0)(49.0245.0245.0LTE94.8℃时查t-x-y图得知4.0Ax6.0Bx查表知265.0A292.0B7代入全塔效率计算出实际的板层数如下表R实际板总数实际进料板位置6.9534218.68281910.422619六．精馏塔尺寸的确定１．物料物性计算取min2.1RR时计算如下塔顶温度:79℃精馏段最后一块板温度:83℃进料板温度:84.5℃（１）塔顶平均摩尔质量计算:1yxD0.9921x0.980kmolkgyMyMMBAVDm/22.7813.92992.01992.011.78)1(11kmolkgxMxMMBALDm/39.7813.92980.01980.011.78)1(11（２）进料板平均摩尔质量根据精馏段的计算可知Fx0.114Fy0.241kmolkgyMyMMFBFAVFm/75.88241.0113.92241.011.78)1(lkmokgxMxMMFBFALFm/53.90)114.01(13.92114.011.78)1(（３）精馏板最后一块板平均摩尔质量根据提馏段的计算可知Fx0.016Fy0.0398kmolkgyMyMMFBFAVFm/58.91039.0113.92039.011.78)1(kmolkgxMxMMFBFALFm/90.91)016.01(13.92016.011.78)1(总情形如下表:回流比项目气相摩尔浓度液相摩尔浓度VMLM6.95塔顶0.9920.98078.2278.29精馏末板0.0390.01391.5891.90进料板0.2410.11488.7590.538.68塔顶0.9920.98178.2278.38精馏末板0.0310.01391.7090.94进料板0.2270.10788.9390.6310.42塔顶0.9920.98078.2278.39精馏末板0.0260.01191.7791.98进料板0.1970.09189.3790.85２．平均密度计算气相平均密度计算3/88.2)95.9215.273(3145.849.8315.105mkgRTMPmVmmVm３．液相平均密度计算液相平均密谋计算用以下公式iiLma//1塔顶液相平均密度计算由Dt80.1℃,查手册得3/0.815mkgA3/0.810mkgB95.814)0.810/01.00.815/99.0(1LDm3/mkg精馏末板平均密度为9由t109.5℃,查手册，利用内差法得3/8.780mkgA3/91.780mkgB91.780)91.780/98.08.780/02.0(1LFm